苯-甲苯浮阀连续精馏塔课程设计song

摘 要 本次化工原理课程设计，设计出了苯—甲苯得分离设备—连续浮阀式精馏塔。进料摩尔分数为0.59，使塔顶产品苯的摩尔含量达到0.99，塔底釜液摩尔分数为0.01。 综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯—甲苯溶液进行分离提纯。按照逐板法计算理论塔板数为20块，其中精馏段塔板数为9块，提馏段塔板数为11块。根据经验是算得全塔效率为0.539，塔顶使用全凝器，泡点回流。精馏段实际板数为17块，提馏段实际板数为21块，实际加料板位置在第18块板。由精馏段的工艺计算得到塔经0.3m，塔总高21.3m。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操做性能，精馏段操作弹性为1.08。 塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。用100℃饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。 关键词：苯—甲苯  浮阀精馏  逐板计算  负荷 绪论 1.1 设计 本设计任务为分离苯——甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 设计流程框图如下： 精馏塔主要工艺尺寸的设计 精馏塔的工艺设计 绘制工艺流程图和工艺条件图 任务书上的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。 5 4 3 2 F 1 W D F 2 F F 1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器 设计思路 本次课程设计的任务是设计苯—甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。 要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。 1.2.1加料方式 本设计的加料方式为泡点进料。 1.2.2加热方式 本设计的加热方式为塔底间接加热。 1.2.3回流比的选择 选择操作回流比为最小回流比的1.2倍。 1.2.4塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。 1.2.5设计流程图 精馏塔的工艺设计 1.2 产品浓度的计算 M苯=78.11  ，  M甲苯=92.14 摩尔分数 XF= XD= XW= 摩尔质量 MF=XFM苯+（1-XF）M甲苯=0.59 kg/kmol 2.2 平均相对挥发度的计算 温度计算 表2.1苯—甲苯的气液平衡与温度的关系表[1] 温度 /0C 苯/%(mol分率) 温度 /0C 苯/%(mol分率) 温度 /0C 苯/%(mol分率)   液相 气相   液相 气相   液相 气相 110.6 0 0 95.2 39.7 61.8 84.4 80.3 91.4 106.1 8.8 21.2 92.1 48.9 71.0 82.3 90.3 95.7 102.2 20.0 37.0 89.4 59.2 78.9 81.2 95.0 97.9 98.6 30.0 50.0 86.8 70.0 85.3 80.2 100.0 100.0                   用内插法求得 、 、 : : : 故由上塔顶温度 气相组成 进料温度 气相组成 塔底温度 气相组成 由上温度和气相组成来计算相对挥发度 则精馏段平均相对挥发度 提馏段平均相对挥发度 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 2.2.1 最小回流比的计算 由Antonie方程 ， ——温度T时的饱和蒸汽压 T——温度, C A,B,C——Antonie常数 表2.2 [1]   A B C 苯 6.3035 1211.033 220.79 甲苯 6.07954 1344.8 219.482         则 ： 故 最小回流比即为 2.2.2 适宜回流比的确定 设计中令回流比 物料衡算 F : 进料量（Kmol/s）      =0.590 原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（Kmol/s）  =0.992 塔顶组成 W ：塔底残夜流量（Kmol/s）  =0.012塔底组成 进料量 ： 物料衡算式为 ： 因R=1.30 表2.3物料衡算结果表1 物料 流量（kmol/s） 组成 进料F 苯 0.59 甲苯 0.41 塔顶产品D 苯 0.992 甲苯 0.008 塔底残夜W 苯 0.012 甲苯 0.988       表2.4 物料衡算结果表2 物料 物流（kmol/s） 精馏段上升蒸汽量 14.19 提馏段上升蒸汽量 14.19 精馏段下降液体量 8.018 提馏段下降液体量 18.48     1.3 精馏段和提馏段操作线方程 精馏段操作线方程 ： （1） 提馏段操作线方程 ： （2） 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） 因 ，得出相平衡方程 或 （3） 又因为塔顶有全凝器，所以 代入相平衡方程得 代入（1）式得 再代入（3）式得 反复计算得 将 代入（2）式得 代入（3）得 反复计算得 总理论板数为20块（包括再沸器），第10块板加料，精馏段需9块板，提馏段需11块。 全塔效率、实际板数及实际加料位置 板效率用奥康奈尔公式     计算 塔顶与塔釜平均温度为 t=95.575 时，由《化学化工物性数据手册》查得 则 故 即全塔效率 则精馏段实际板数 提馏段实际板数 故实际板数为 ，实际加料位置为第18块塔板。 第 2 章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 物性数据计算 3.1.1 操作压强的计算 塔顶操作压力 取每层塔板压降为 进料板压力 塔底压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 3.1.2 操作温度的计算 因 则精馏段平均温度 提馏段平均温度 3.1.3 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量计算 由相平衡方程得 ，则 进料板平均摩尔质量计算 塔底平均摩尔质量计算 精馏段平均摩尔质量计算 提馏段平均摩尔质量计算 3.1.4 液体平均粘度的计算 液体平均粘度依 计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 进料板液体平均粘度的计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 塔底液体粘度计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 精馏段液相平均粘度为： 提馏段液相平均粘度为： 3.1.5 平均密度的计算 （1）气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段 提馏段 （2）液相平均密度的计算 液相平均密度依 又 时，查《化学化工物性数据手册》得 进料板，由加料板液相组成， 则 时，查《化学化工物性数据手册》得 时，查《化学化工物性数据手册》得 故精馏段平均液相密度为 提馏段平均液相密度为 3.1.6 液相平均表面张力的计算 有公式 计算 塔顶液相平均表面张力计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 进料板液相平均表面张力计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 塔底液相平均表面张力 时，查《化学化工物性数据手册》得 精馏段平均表面张力为 提馏段平均表面张力为 精馏塔主要工艺尺寸的计算 3.2.1 塔径的计算 气液相体积流量为 精馏段： 提馏段： 则，精馏段由 ,C可由： 则 , 图3-1.史密斯关联图[1] 查史密斯关联图得 , 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为 实际空塔气速为 同理提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为： 取板间距 板上液层高度 ,则 ，查史密斯关联图得 取安全系数为0.7，则 按标准塔径圆整后 塔截面积为 实际空塔气速为： 3.2.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 故精馏塔的有效高度为: 塔板主要工艺尺寸的计算 3.3.1 溢流装置计算 选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： (1)堰长 取 (2)溢流堰高度 精馏段：由 ,选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则 取板上层清液高度 ,则： 提馏段： 取 (3)弓形降液管高度 和截面积 精馏段：由 ， 图3-2.弓形降液管的宽度和面积[5] 查弓形降液管的参数图得： 验算液体在降液管中停留时间，即： 故降液管设计合理 提馏段：因 则 ，故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度 取降液管底隙的流速 ，则 精馏段： 提馏段： 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度 3.3.2 塔板布置 本设计塔径 取阀孔动能因子 ,则 精馏段孔速 取 每层塔板上浮阀数目为： 取边缘区宽度 ,破沫区宽度 计算塔板上的鼓泡区面积，即： 同理提馏段孔速 每层塔板上的浮阀数目为： 取边缘区宽度为 ，破沫区宽度 因 故塔板上的鼓泡区面积 取孔心距t=75mm，采用正三角形叉排绘制排列图的浮阀数 功能因数,则： 精馏段: 塔板开孔率为： 提馏段: 塔板开孔率为： 塔板流体力学校核 3.4.1 干板阻力 气体通过塔板的压强降相当的液柱高度，依据 计算塔板压降 精馏段： 因 ，故： 提馏段： 因 ，故： 3.4.2 塔板清液层阻力，克服表面张力 由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ，已知板上液层高度 ，所以 则，精馏段 换算成单板压强降 提馏段 换算成单板压降 3.4.3 淹塔（液泛） 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度 ， 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度： 精馏段： 提馏段： 液体通过降液管的压头损失： 精馏段： 提馏段： 板上液层高度：精馏段 ，则 提馏段 ，则： 取 已选定 则，精馏段 ,所以符合防止淹塔的要求 提馏段 ,所以符合防止淹塔的要求。 3.4.4 物沫夹带 由公式：泛点率= 板上液体流经长度： 板上液流面积： 图3-3 泛点负荷因数[1] 则精馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图查得 ，带入公式有： 泛点率 提馏段：取系数K=1.0，泛点负荷系数图查得 泛点率 物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上的现象，物沫夹带将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每千克上升气体中带到上层塔板的液体量控制在一定范围内，才能保证一定的生产能力和塔板效率。物沫夹带量 应满足小于0.1kg(液)/kg(干气体)的要求。对于大塔径泛点需控制在80%以下，从以上计算的结果可知，其泛点率低于80%，所以物沫夹带满足要求。 塔板符合性能图 3.5.1 物沫夹带线 泛点率= 据此可做出负荷性能图的物沫夹带线。按泛点率80%计算： 精馏段 整理得： 由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个 ： 表3-1物沫夹带曲线表1 0 0.01 0.068 0.012       提馏段 整理得： 在操作范围内取两个 : 表3-2物沫夹带曲线表2 0 0.01 0.753 0.617       3.5.2 液泛线 由此确定液泛线，忽略式中 精馏段 整理得 提馏段 整理得 在操作范围内，任取若干个 值，算出相应的 值 表3-3液泛线 精馏段 提馏段 0 0.143 0 0.134 0.0002 0.138 0.0002 0.130 0.0005 0.126 0.0005 0.126 0.0008 0.105 0.0008 0.121         3.5.3 液相负荷上限 液体的最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于3-5s 液体降液管内停留时间 -5s 以 =5s为液体在降液管中停留时间的下限,则 = 3.5.4 漏液线 对于 型重阀,依 =5作为规定气体最小符合的标准，则   精馏段   提馏段   3.5.5 也想负荷下限线 取堰上液层高度 =0.006m，作为液相负荷下限条件，依 =0.006，计算出 的下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关的竖直线： 取E=1.0,则 由以上1-5作出塔板负荷性能图 图3-4精馏段塔板负荷性能图 图3-5提留段塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可看出 (1) 在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区的适中位置。 (2) 踏板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下线由漏液控制。 热量衡算 热量衡算示意图 热量衡算 4.2.1 加热介质的选择 选择饱和水蒸气，温度133.3 ，工程大气压为300KPa 原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小，但水蒸气不宜太高。 4.2.2 冷却剂的选择 本设计建厂选在淮南，平均气温为25 ，故选用25 的冷却水，温升10 ，即冷却水的出口温度为35 。 4.2.3 热量衡算 （1）冷凝器的热负荷 蒸发潜化热的计算： 蒸发潜化热与温度的关系： 式中 ——蒸发潜热 ——对比温度 表4.1 沸点下蒸发潜热列表[6] 物质 沸点/ 蒸发潜热 苯 80.01 393.9 562.10 甲苯 110.63 363 591.72         由表2.1使用内插法，计算出 由上知 ,故由Pitzer偏心因子法 式中 ——偏心因子 ——对比温度 故： 式中 ——塔顶上升蒸汽的焓 ——塔顶溜出液的焓 又 式中 ——塔顶液体质量分数 R=1.3 (2）冷却水消耗量 式中 ——冷却水消耗量，kg/s ——冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg ) ——冷却戒指在冷凝器进出口的温度， 故 此温度下冷却水的比热容 ，所以： （3）加热器热负荷及全塔热量衡算 表4.2 苯、甲苯液态比热容[6] 温度 苯 甲苯 0 1.507 1.630 20 1.716 1.681 40 1.767 1.757 60 1.828 1.834 80 1.881 1.902 100 1.953 1.970 120 2.047 2.073       表4.3 计算得苯、甲苯在不同温度下混合物的比热容 物质 塔顶 塔釜 进料 精馏段 提馏段 苯 1.885 1.999 1.934 1.909 1.964 甲苯 1.906 2.021 1.952 1.929 1.982             由表4.3 ，精馏段 ： 苯： 甲苯： 提馏段： 苯： 甲苯： 塔顶流出液的比热容： 塔釜溜出液的比热容： 以进料焓，即 时的焓值为基准： 对全塔进行热量衡算： 塔釜热损失为10%，则 故 式中 ——加热器理想热负荷 ——加热器实际热负荷 ——塔顶溜出液带出热量 ——塔底溜出液带出热量 加热蒸汽消耗量： 查得 故 表4.4 热量衡算结果表 符号 数值 428.03 10.07 0 -0.162 0.131 475.55 0.22                 第 1 章 塔附属设备的计算 筒体与封头 筒体 壁厚选4mm，所选材质为 。 封头 选取椭圆形封头，由公称直径300mm，查得曲面高度 ，直边高度 ，故选用封头 除沫器 空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。 这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。 设计气速选取： ,系数 除沫器直径： 故选取不锈钢除沫器，类型：标准型，规格40-100，材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti），丝网尺寸，圆丝 裙座 塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为300mm,取裙座壁厚16mm，则基础环内径： 基础环外径： 圆整： ，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直径去 。 1.1 手孔 由于本次设计的塔径较小，所以应设置手孔。手孔的设置应便于人的手臂可以伸入塔内，一般每隔4—5m才设一个手孔，本塔中共38块板，须设8个手孔，每个孔直径为100mm。 塔总体高度的设计 5.4.1塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。 5.4.2塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取10min。 5.4.3 塔总体高度 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 5.5.1 冷却器 选取管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。 取冷凝器传热系数： ，又吉林地区平均温度25 ，10 对于逆流： T 81.06 82.25 t    25 35 故冷凝器冷凝面积： 表5.1 选取的冷凝器参数表[7] 公称直径/mm 管程数 管数 管长/mm 换热面积/ 公称压力/ 159 1 13 2000 25             注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P135表2-2-8 标准图号：JB1145-71-2-38 设备型号G273I-25-5 5.5.2 加热器 选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择133.3 饱和水蒸气，传热系数： 由热量衡算知 换热面积 表5.2 所选加热器参数表[7] 公称直径/mm 管程数 管数 管长/mm 换热面积/ 公称压力/ 159 1 13 2000 25             注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P135表2-2-8 标准图号：JB1145-71-2-39 设备型号：G273Ⅱ-25-4 进料管的设计 本次加料选择高位槽加料，所以 可取0.4-0.8m/s。本次取 。 ，查化学化工物性数据手册得 则 式中 ——进料液质量流量，kg/s ——进料条件下的液体密度， ，圆整后 表5.3 所选进料管参数表[8] 内管 外管 半径R 内管重/(kg/m) 75 120 150 1.63             注：摘自《浮阀塔》P197表5-3 泵的选型 为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选择原料罐内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式： 式中：Z——两截面处位头差 ——两截面处静压头差 ——两截面处动压头差 ——直管阻力 ——管件、阀门局部阻力 ——流体流经设备的阻力 对进料管 可取1.5-2.5m/s 取 ， 提升压头 设料液表面至加料空位置为10m，管长为20m，有两个 弯头， ， 在原料液内的液面与进料口建立机械能衡算： 表8-3泵的参数表[7] 流量/ 扬程/H/m 转数/r/min 叶轮直径/mm 允许吸上真空度/m 效率/% 6.0 15.7 3400 125 7.5 53             设备型号： 贮罐的计算 以回流罐为例，回流罐通过的物流量 设凝液在回流罐中停留的时间为10min，罐的填充系数 为0.7，则该罐的容积V计算如下 故回流罐容积可取V=31 第6章 塔的结构设计 6.1确定设计参数 1设计压力P 工作压力取塔内最大压力 设计压力必须大于工作压力，故取设计压力 2 设计温度T 塔内最大温度为 ，设计温度必须大于工作温度，故 取 3 焊接接头系数 粗定 （单面对接焊缝，100%探伤） 4 选择材料 容器的设计压力为 ，设计温度为 ，钢板的使用温度在25~120 之间，根据压力容器的材料选择原则，参考GB—150-1998《钢制压力容器》，塔体筒体材料选 ，许用应力 。 5 腐蚀裕量 厚度负偏差 取1mm，苯与甲苯溶液为非腐蚀溶液，对于碳素钢，腐蚀裕量 可取1mm。 6.2筒体壁厚 已知：塔径为1000mm。 计算壁厚： 设计壁厚： 名义壁厚： ，对于碳素钢、低合金钢制的容器，壁厚不应小于3mm，故取壁厚为6mm。 有效厚度： 应力计算： 因 ，故满足要求。 最大允许工作压力 因 ，所以满足要求。 6.3 封头壁厚 计算壁厚： 设计壁厚： 名义壁厚： ，对于碳素钢、低合金钢制的容器，壁厚不应小于3mm，故取壁厚为6mm。 有效厚度： 封头最小厚度校核： ，满足要求。 6.4 载荷与应力分析 6.4.1质量载荷计算 塔体质量 裙座质量 ，裙座高度为3m。 塔内件质量 ，塔盘厚度4mm。 保温材料质量 ，保温材料的密度为300kg/m3，厚度为100mm。 操作平台及扶梯的质量 ，扶梯单位长度上的质量为 ，扶梯长度为12.81m，平台间距可取（2~8m），现取5m。操作平台宽1200mm，密度 ，角度 。 操作平台数 操作时物料的质量 ，平均密度为 塔附件质量 充水质量 设备正常操作质量： 最大操作质量： 最小操作质量： 6.4.2塔的震动周期 6.4.3风载荷与风弯矩 风载荷： 风压可由 求得，厂址在淮南，当地基本风压 ，体型系数 ，风振系数 ，塔体总高 ，厂区为B类。 将塔沿高度方向分成六段，各段风压如下表： 表四 高度(m) 0~3 3~6.162 6.162~9.324 9.324~12.486 12.486~15.648 15.648~18.81 K1 0.7 K2 1.70 （N/m2） 300 1.00 1.00 1.00 1.14 1.14 1.25 (m) 3 3.162 3.162 3.162 3.162 3.162 (m) 1.212 1．212 1.928 1.928 1.212 1.212 P(N) 1298 1368 2237 2481 1560 1710               各截面的风弯矩为： 表五 截面 0-0 1-1 2-2 3-3 4-4 5-5 风弯矩（N/m） 105502.5 73981.3 46560.5 24839.1 10576.9 2703.5